WO2022010102A1 - 페놀계 부산물 분해방법 - Google Patents

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phenol
phenolic
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강민석
이상범
장치현
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주식회사 엘지화학
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Definitions

  • the present invention relates to a method for decomposing phenolic byproducts, and more particularly, to a method for decomposing phenolic byproducts that can effectively separate active ingredients from phenolic byproducts and reduce energy consumption at the same time.
  • the hump process includes (1) alkylating benzene with propylene to form cumene, (2) combining cumene with oxygen to oxidize to cumene hydroperoxide (CHP), and (3) cumene hydroperoxide is carried out in three steps of decomposing into phenol and acetone by an acid decomposition reaction under an acid catalyst.
  • CHP cumene hydroperoxide
  • hydroxyacetone HA
  • 2-methylbenzofuran (2-Methylbenzofuran, 2-MBF)
  • alpha-methyl Alpha-methyl styrene AMS
  • mesityl oxide MO
  • alpha-methyl styrene dimer AMS dimer
  • cumyl phenol CP
  • the product stream produced through the above reaction process contains phenol, acetone, and various by-products in a mixed state, a series of separation processes for separating phenol from the product stream are required.
  • the product stream is fed to a separate separation device, and the acetone-based mixture including unreacted cumene, acetone, alpha-methylstyrene and hydroxyacetone is separated at the top of the separation device, and phenol and a portion of alpha-methylstyrene are separated. , 2-methylbenzofuran and other by-products, and the like, are separated from the phenolic mixture at the bottom of the separation device.
  • the phenolic mixture separated at the bottom of the separation device is put into a phenol column, phenol is separated at the top of the phenol column, and phenolic by-products such as dicumyl peroxide, cumylphenol, alpha-methylstyrene dimer and tar is separated at the bottom of the phenol column.
  • the process for producing bisphenol A is a process for producing bisphenol A by condensing the phenol and acetone produced from the hump process in the presence of an acidic catalyst or a cation exchange resin.
  • Active ingredients such as phenol, cumene, and alpha-methylstyrene can be recovered from the by-products generated in the phenol process and the bisphenol A manufacturing process through a separate decomposition device, and a decomposition process and decomposition that can efficiently recover the active ingredient Research on the device is in progress.
  • the problem to be solved in the present invention is, in order to solve the problems mentioned in the technology that is the background of the invention, to obtain an active ingredient by decomposing a phenolic by-product, and by using the decomposer side discharge stream, the side of the decomposer It is intended to provide a way to save energy by reusing the heat of the exhaust stream in the process.
  • the present invention comprises the steps of mixing a phenolic by-product stream, a first stream of a cracker side outlet stream, and a process water stream into a mixing device; inputting the mixing device outlet stream to a delamination device to phase-separate the oil phase and the aqueous phase; decomposing the oily stream discharged from the delamination device by passing it through at least one of a first heat exchanger and a second heat exchanger and inputting it to a cracking device; and feeding a first stream of the cracker side draw stream to a mixing device, a second stream of the side draw stream forming a mixed stream with the bottom draw stream, and recovering the active ingredient from the top draw stream. It provides a method for decomposing phenolic by-products.
  • a high value-added active ingredient from which salts are removed can be obtained, and at the same time, by utilizing the decomposition device side discharge stream, Energy can be saved by reusing the heat of the cracker side effluent stream in the process.
  • 1 to 3 are process flow charts for a method for decomposing phenolic by-products, respectively, according to an embodiment of the present invention.
  • FIG. 4 is a process flow diagram for a method for decomposing phenolic by-products according to a comparative example.
  • the term 'stream' may mean a flow of a fluid in a process, and may also mean a fluid itself flowing in a pipe. Specifically, the 'stream' may mean both the fluid itself and the flow of the fluid flowing within a pipe connecting each device.
  • the fluid may refer to a gas or a liquid.
  • the phenolic by-product cracking method comprises the steps of introducing a phenol-based by-product stream, a first stream of the cracking device 300 side discharge stream, and a process water stream into a mixing device 100 and mixing; inputting the output stream of the mixing device 100 to the delamination device 200 to phase-separate the oil phase and the aqueous phase; decomposing the oily stream discharged from the layer separation device 200 by passing it through any one or more of the first heat exchanger 410 and the second heat exchanger 420 and introducing it into the cracking device 300; and a first stream of the cracker 300 side draw stream is fed to the mixing device 100, and a second stream of the side draw stream forms a mixed stream with the bottom draw stream and discharges the active ingredient from the top draw stream. It may include the step of recovering.
  • the phenol-based by-product may include any one or more of a phenol-based by-product generated in the phenol manufacturing process and a phenol-based by-product generated in the bisphenol A manufacturing process.
  • the phenolic byproduct is a phenolic byproduct generated in the phenol manufacturing process, a phenolic byproduct generated in the bisphenol A manufacturing process, or a phenolic byproduct generated in the phenolic manufacturing process and phenolic byproduct generated in the bisphenol A manufacturing process may be a mixture of
  • the phenol manufacturing process may be performed through the above-described hock process. Specifically, the phenol manufacturing process may be performed through the step of decomposing and purifying cumene hydroperoxide prepared by the oxidation reaction of cumene, and separating phenol and acetone.
  • the step of decomposing and refining the cumene hydroperoxide prepared by the oxidation reaction of cumene to separate phenol and acetone is a step using a cumene purification process and a phenol/acetone purification process.
  • propylene and benzene benzene
  • cumene is alkylated to produce cumene
  • heavy/light by-products are discharged through a purification process
  • cumene is purified and separated.
  • the purified cumene is subjected to an oxidation reaction to prepare cumene hydroperoxide (CHP), and then the cumene hydroperoxide (CHP) is decomposed and reacted under a conventional acid catalyst such as sulfuric acid (H 2 SO 4 ) , phenol, acetone, ⁇ -methyl styrene ( ⁇ -methyl stylene, AMS) and heavy by-products are produced, and alpha methyl styrene (AMS) and heavy by-products are discharged through the purification process, and phenol and acetone are Separate the tablets.
  • a conventional acid catalyst such as sulfuric acid (H 2 SO 4 ) , phenol, acetone, ⁇ -methyl styrene ( ⁇ -methyl stylene, AMS) and heavy by-products are produced, and alpha methyl styrene (AMS) and heavy by-products are discharged through the purification process, and phenol and acetone are Separate the tablets.
  • the product stream is fed to a separate separation device, and the acetone-based mixture including unreacted cumene, acetone, alpha-methylstyrene and hydroxyacetone is separated at the top of the separation device, and phenol and a portion of alpha-methylstyrene are separated. , 2-methylbenzofuran and other by-products, and the like, are separated from the phenolic mixture at the bottom of the separation device.
  • phenolic by-products generated in the phenol manufacturing process may include tar and some active ingredients such as phenol, cumene and alpha-methylstyrene.
  • the bisphenol A manufacturing process may be performed by reacting phenol and acetone prepared through the aforementioned hump process to prepare bisphenol A, and recovering bisphenol A from the reaction product.
  • the bisphenol A manufacturing process comprises the steps of decomposing and purifying cumene hydroperoxide prepared by the oxidation reaction of cumene, thereby separating phenol and acetone; separating the bisphenol A prepared by reacting the separated phenol and acetone, and decomposing the stream containing the bisphenol A that has not been separated under an aqueous alkali solution; and separating the reaction product, phenol-based by-product and acetone-based by-product by the decomposition reaction.
  • the step of decomposing and refining the cumene hydroperoxide prepared by the oxidation reaction of cumene to separate phenol and acetone is a step using a cumene purification process and a phenol/acetone purification process.
  • benzene propylene and benzene (benzene) is alkylated to produce cumene, heavy/light by-products are discharged through a purification process, and cumene is purified and separated.
  • the purified cumene is subjected to an oxidation reaction to prepare cumene hydroperoxide (CHP), and then the cumene hydroperoxide (CHP) is decomposed and reacted under a conventional acid catalyst such as sulfuric acid (H 2 SO 4 ) , phenol, acetone, ⁇ -methyl styrene ( ⁇ -methyl stylene, AMS) and heavy by-products are produced, and alpha methyl styrene (AMS) and heavy by-products are discharged through the purification process, and phenol and acetone are Separate the tablets.
  • a conventional acid catalyst such as sulfuric acid (H 2 SO 4 ) , phenol, acetone, ⁇ -methyl styrene ( ⁇ -methyl stylene, AMS) and heavy by-products are produced, and alpha methyl styrene (AMS) and heavy by-products are discharged through the purification process, and phenol and acetone are Separate the tablets.
  • Separating the bisphenol A prepared by reacting the separated phenol and acetone, and decomposing the stream containing the unseparated bisphenol A in an aqueous alkali solution is a step of using a bisphenol A (BPA) purification process.
  • BPA bisphenol A
  • Bisphenol A prepared in this way is separated through a BPA purification process, and the by-product containing bisphenol A that has not been separated is decomposed in an excessive aqueous alkali solution having the properties of a base such as NaOH, KOH, and LiOH.
  • reaction product Separating the reaction product, phenol-based by-product and acetone-based by-product by the decomposition reaction, supplying the stream on which the decomposition reaction is completed is supplied to a separation device so that the acetone-based mixture is separated from the top of the separation device, and the reaction product is separated from the separation device can be separated from the bottom of the
  • the reaction product is fed to a bisphenol A phenol column, bisphenol A is separated at the top, and phenolic by-products such as bisphenol A, phenol, dicumyl peroxide, cumylphenol, alpha-methylstyrene dimer and tar are removed from the bottom of the column. is separated from
  • the phenolic by-product includes active ingredients such as bisphenol A, cumene, and alpha-methylstyrene, in addition to tar, which is an impurity.
  • phenolic by-products generated in the bisphenol A manufacturing process may include bisphenol A, some active ingredients such as phenol, cumene, and alpha-methylstyrene, and tar.
  • the mixture of the phenolic by-product generated in the bisphenol A manufacturing process and the phenolic by-product generated in the phenol manufacturing process is bisphenol A, phenol, alpha-methylstyrene, acetophenone, cumyl phenol, and alpha-methylstyrene dimer. It may include one or more selected from.
  • the phenolic by-product may include two or more selected from the group consisting of bisphenol A, phenol, alpha-methylstyrene, acetophenone, cumyl phenol, and alpha-methylstyrene dimer, or both.
  • the phenol-based by-product may include a phenol-based by-product generated in the bisphenol A manufacturing process and a phenol-based by-product generated in the phenol manufacturing process in a flow ratio of 1:2 to 10.
  • the phenol-based by-product is a phenol-based by-product generated in the bisphenol A manufacturing process and a phenol-based by-product generated in the phenol manufacturing process in a flow ratio of 1:2 to 10, 1:4 to 10, or 1:6 to 10.
  • phenolic by-products having a high content of phenolic by-products generated in the phenolic manufacturing process compared to the phenolic byproducts occurring in the bisphenol A manufacturing process prevents a load on the decomposition device 300, and energy consumption in the process It may be desirable in terms of saving
  • the phenol manufacturing process and the bisphenol A manufacturing process may be carried out including the acid decomposition reaction of cumene hydroperoxide described above.
  • the acid decomposition reaction solution contains an acid. Therefore, in order to obtain phenol and acetone from the acid decomposition reaction liquid by distillation or the like, a step of neutralizing the acid decomposition reaction liquid is required.
  • the acid decomposition reaction liquid Before separating the acid decomposition reaction liquid, it is neutralized with a basic aqueous solution, etc. At this time, in the neutralized acid decomposition reaction liquid, the neutralization reaction between the acid used for the acid decomposition reaction and the base such as the basic aqueous solution Salt is generated.
  • the acid decomposition reaction liquid neutralized by the neutralization process is separated into an oil phase and an aqueous phase, and a separation process for obtaining phenol and acetone from the separated oil phase is performed.
  • salts remain in the phenolic by-products described in the present invention.
  • the salt remaining in the phenolic by-product causes corrosion, occlusion, and deposition of the decomposing device 300 when decomposing the phenolic by-product to obtain an active ingredient from the phenolic by-product after that, causing the breakdown of the decomposing device 300 There is a problem with this. Therefore, when decomposing phenolic byproducts, it is important to minimize salts in phenolic byproducts.
  • a method for removing the salt in the phenolic by-product a method of removing the salt by adding process water before decomposing the phenolic by-product may be considered, but in this case, the phase separation between the oil phase and the aqueous phase is not smooth. However, there is a problem in that the salt cannot be sufficiently removed.
  • a method of removing salts by adding organic substances such as cumene and alpha-methylstyrene, which are discharged as active ingredients from an acetone column in the phenol manufacturing process, etc. as an active ingredient in the phenol-based by-product together with process water may be considered, but this is cumene and alpha - Since methylstyrene has to be obtained again as a product, there is a problem in that the phenol manufacturing process is overloaded and the overall operating energy is increased.
  • a method of removing salt by introducing an organic material such as an upper discharge stream of the decomposition device 300 including an active ingredient to the phenolic byproduct may be considered, but this is effective Since the decomposition unit 300 top discharge stream obtained as a component is used as it is, the purification efficiency is reduced, and the reflux stream is reduced, so cooling heat is additionally required to operate the condenser at the top of the decomposition unit 300, eventually the entire There is a problem of increasing the driving energy.
  • the method for decomposing phenolic by-products according to the present invention it is possible to minimize salts in phenolic by-products, and accordingly, stable operation of the phenolic by-products decomposing apparatus 300 is possible, which is effective by decomposing phenolic by-products. There is an effect that the component can be obtained effectively.
  • the phenolic byproduct stream is supplied to the mixing device 100 before decomposing the phenolic byproduct, and separately to the mixing device 100 .
  • the decomposition device 300 may minimize residual salts in the phenolic by-product by introducing the side discharge stream and the process water stream.
  • the cracking device 300 side discharge stream supplied to the mixing device 100 may be supplied with a first stream that is a part of the cracking device 300 side discharge stream.
  • the phenolic by-product may include at least one selected from the group consisting of bisphenol A, phenol, alpha-methylstyrene, acetophenone, cumyl phenol, and alpha-methylstyrene dimer.
  • the phenolic by-product may include two or more selected from the group consisting of bisphenol A, phenol, alpha-methylstyrene, acetophenone, cumyl phenol, and alpha-methylstyrene dimer, or both.
  • the process water is for dissolving and removing salts in the phenolic by-product stream, and may include all kinds of aqueous solutions, such as an aqueous solution exhibiting acidity and an aqueous solution showing basicity, in addition to distilled water.
  • the process water may have a pH of 3.5 to 7, 3.5 to 5.5, or 3.5 to 4.5, while preventing corrosion of the mixing device 100 and the layer separation device 200 within this range, and improving the solubility of salt, When the oil phase and the water phase are separated in the layer separation device 200, there is an effect of improving the phase separation capability.
  • the mixing device 100 may be a mixer for mixing phenolic by-products and process water.
  • the mixer may be equipped with a line mixer or a static mixer to facilitate mixing of the phenolic by-product and process water.
  • the cracking device 300 side discharge stream is a stream discharged from the side of the cracking device 300 to be described later, and contains at least one selected from the group consisting of phenol, acetophenone, isopropylphenol, alpha-methylstyrene, and cumene. may be doing As a specific example, the side discharge stream of the cracking device 300 may include phenol, acetophenone, isopropylphenol, alpha-methylstyrene, and cumene.
  • the reason for inputting the side discharge stream from the decomposition device 300 to the mixing device 100 is that acetophenone contained in the side discharge stream from the decomposition device 300 is phase separated using the layer separation device 200 to be described later. , to activate the phase separation between the oil phase and the aqueous phase containing the salt to minimize the residual salt in the oil phase.
  • the phenolic by-product stream is a stream supplied from any one of the phenol manufacturing process and the bisphenol A manufacturing process, and the supplied temperature is, for example, 200 ° C. or higher, 200 ° C. to 300 ° C. It can be high temperature in the range of °C or 200 °C to 250 °C. Accordingly, the phenolic byproduct stream must be cooled to prevent vaporization of the process water before the phenolic byproduct stream is fed to the mixing device 100 . Specifically, the phenolic by-product stream may be cooled using a separate cooler 500 and then supplied to the layer separation device 200 .
  • the phenolic by-product stream may be cooled while passing through the first heat exchanger 410 before being cooled in the cooler 500 .
  • the phenolic by-product stream may be cooled through heat exchange with an oily stream discharged from the layer separation device 200 to be described later in the first heat exchanger 410, and then further cooled in the cooler 500.
  • energy for cooling the phenolic by-product stream can be reduced through heat exchange with the stream in the process, and at the same time, the oily stream discharged from the delamination unit 200 is heated before being supplied to the decomposition unit 300 . By doing so, it is possible to reduce energy used in the decomposition device 300 .
  • the phenolic by-product stream may be introduced into the mixing device 100 and mixed with the first stream and the process water stream of the cracking device 300 side discharge stream.
  • the phenolic by-product stream and the first stream of the cracker 300 side draw stream may be mixed prior to cooling in the cooler 500 , and may be cooled via the cooler 500 , and after cooling the mixing device It may be mixed with the process water input to ( 100 ) and input to the mixing device ( 100 ).
  • the flow ratio of the phenolic by-product stream input to the mixing device 100, the first stream of the cracking device 300 side discharge stream, and the process water stream is 1:0.2 to 0.8:1 to 3, 1:0.3 to 0.7:1.2 -2.8 or 1:0.4-0.6:1.3-1.8.
  • the exhaust stream from the mixing device 100 discharged from the mixing device 100 is supplied to the delamination device 200, and the delamination device 200 phase separates the oil phase and the aqueous phase.
  • the layer separation device 200 removes salts contained in the exhaust stream of the mixing device 100 and converts the exhaust stream of the mixing device 100 into an oil phase and an aqueous phase to input to the decomposition device 300 . It could be separation.
  • the oily stream discharged from the delamination apparatus 200 is a stream in which salts have been removed from the phenolic by-product stream, and may be used as a feed stream of the decomposition apparatus 300 , and the oil phase discharged from the delamination apparatus 200 . Since the stream has a minimized salt content, there is an effect of preventing corrosion, clogging, and deposition of the decomposition device 300 during the decomposition reaction in the decomposition device 300 .
  • the aqueous stream discharged from the delamination apparatus 200 may include process water and salts remaining in the phenolic by-product. Accordingly, there is an effect of removing salts from the phenolic by-product stream.
  • a portion of the aqueous stream discharged from the layer separation device 200 may be supplied to the mixing device 100 and reused.
  • the remaining stream that is not supplied to the mixing device 100 among the aqueous stream discharged from the delamination device 200 may be discharged as wastewater containing salt.
  • the layer separation device 200 may be a drum for phase-separating an oil phase and an aqueous phase.
  • the mixing device 100 outlet stream is heated in the delamination device 200 for 1 hour to 10 hours, 2 hours to 8 hours, or 3 hours to It may include a step of staying for 5 hours.
  • phase separation can occur more clearly, and thus, there is an effect of maximally removing salts from the phenolic by-products. .
  • the oily stream discharged from the delamination apparatus 200 may be supplied to the decomposition apparatus 300 for a decomposition reaction.
  • the oil-phase stream discharged from the delamination device 200 passes through any one or more of the first heat exchanger 410 and the second heat exchanger 420 before being supplied to the decomposition device 300, the in-process stream can be heated using
  • the oil-phase stream discharged from the delamination device 200 is heated using a phenolic by-product stream while passing through the first heat exchanger 410, or decomposed to be described later while passing through the second heat exchanger 420
  • the device 300 may be heated using a mixed stream of the second stream of the side draw stream and the bottoms outlet stream, or it may be heated secondary while passing through both the first heat exchanger 410 and the second heat exchanger 420 .
  • the oily stream discharged from the delamination device 200 passes through at least one of the first heat exchanger 410 and the second heat exchanger 420 and is heated using the in-process stream and then the decomposition device ( 300) can be supplied.
  • the decomposition performed in the decomposition device 300 may be thermal decomposition, and the decomposition apparatus 300 for carrying out this decomposition may be a thermal cracker.
  • the pyrolysis device may be a reactor-distillation tower integrated separation device.
  • the decomposing device 300 In order to separate the active ingredient from the upper portion of the decomposing device 300, and to effectively separate the heavy material including tar from the lower portion, the decomposing device 300 is 260 °C to 370 °C, 290 °C to 370 °C or 300 °C to It can be operated at a temperature of 350 °C and a pressure of 0.1 bar to 3 bar, 0.1 bar to 2 bar or 0.1 bar to 1.0 bar.
  • the cracking device 300 may separate the active ingredient from the overhead effluent stream.
  • the active ingredient may include, for example, at least one selected from the group consisting of phenol, alpha-methylstyrene, and cumene.
  • the discharge stream from the bottom of the cracking device 300 is a stream containing tar, and may be recovered and reused as fuel or the like.
  • the cracking unit 300 side discharge stream may be discharged from 25% to 90%, 40% to 90%, or 50% to 90% of the total number of stages of the cracking unit 300 . In this case, there is an effect of remarkably reducing the discharge of acetophenone to the decomposition device 300 upper discharge stream.
  • the cracking device 300 side outlet stream may contain 40 wt% or more of acetophenone.
  • the cracking device 300 side discharge stream may include 40 wt% to 99 wt%, 55 wt% to 99 wt%, or 60 wt% to 99 wt% acetophenone.
  • the acetophenone is an organic material included in the phenolic by-product stream, and it is preferable to minimize the content of acetophenone in the active ingredient because it acts as an impurity in contrast to the active ingredient obtained by the phenolic by-product decomposition reaction.
  • the cracking unit 300 side-off stream contains 40 wt% or more of acetophenone
  • the cracking unit 300 side-off stream contains 40 wt% or more of acetophenone
  • the cracker 300 side draw stream may be branched into a first stream and a second stream.
  • a first stream of the cracking device 300 side draw stream is fed to the mixing device 100 to improve salt removal efficiency in the phenolic by-product stream, and the second stream is fed to the second heat exchanger 420 .
  • the oil stream discharged from the delamination unit 200 is heated, and the flowability of the discharge stream at the bottom of the decomposition unit 300 is improved, while the contaminants accumulated in the second heat exchanger 420 are dissolved. can be removed by
  • salts contained in the phenolic by-product stream can be effectively removed by using the first stream of the side discharge stream of the cracking device 300 having a high content of acetophenone.
  • the second stream of the side discharge stream of the cracking device 300 it is possible to improve the flowability of the discharge stream at the bottom of the cracking device 300, which has poor flowability due to a high tar content.
  • the bottom discharge stream of the cracking device 300 may be mixed with the second stream to form a mixed stream, and the mixed stream may be discharged through the second heat exchanger 420 .
  • the organic matter contained in the discharge stream at the side of the decomposition unit 300 is contaminants accumulated in the heat exchanger, for example, Since it has a composition and temperature suitable for dissolving the tar component, it is possible to effectively dissolve and remove contaminants accumulated on the inner wall and pipe of the heat exchanger in a short time.
  • the side discharge stream is also discharged at a high temperature, and a second stream of the high temperature cracking unit 300 side discharge stream is used as a heat source for heating the stream in the process. You can save energy by using it.
  • the temperature of the cracking device 300 side discharge stream may be 150 °C to 400 °C, 150 °C to 300 °C, or 180 °C to 250 °C.
  • a distillation column (not shown), a condenser (not shown), a reboiler (not shown), a valve (not shown), a pump (not shown), Devices such as a separator (not shown) and a mixer (not shown) may be additionally installed.
  • the process was simulated using the Aspen Plus simulator of Aspen Corporation using the process flow diagram shown in FIG. 1 .
  • the phenolic by-product stream of the composition shown in Table 1 below passes through the first heat exchanger 410 at a temperature of 211 ° C. at a flow rate of 1,000 kg/hr, and then the first of the decomposition unit 300 side discharge stream. It was mixed with the stream, passed through the cooler 500 and supplied to the mixing device 100 in a state cooled to 80° C., and mixed with the process water stream of pH 4 in the mixing device 100 .
  • the exhaust stream from the mixing device 100 was supplied to the delamination device 200, and after 5 hours of residence in the delamination device 200, the discharged oil stream passes through the first heat exchanger 410 and is heated to 136° C. It was supplied to the decomposition device 300 operated at 0.1 KG in a state of being.
  • the active ingredient was obtained from the cracking unit 300 overhead effluent stream, the first stream of the side effluent stream discharged at 200 ° C was fed to the mixing unit 100, and the second stream was mixed with the bottom effluent stream and discharged .
  • the composition of the cracking unit 300 overhead effluent stream and side effluent stream is shown in Table 2 below.
  • the process was simulated using the Aspen Plus simulator of Aspen using the process flow diagram shown in FIG. 2 .
  • the phenolic by-product stream of the composition shown in Table 1 is mixed with the first stream of the cracking device 300 side discharge stream at a temperature of 211 ° C. at a flow rate of 1,000 kg/hr, and passed through a cooler 500 and supplied to the mixing device 100 in a state cooled to 80° C., and mixed with a process water stream having a pH of 4 in the mixing device 100.
  • the flow ratio of the phenolic by-product stream mixed in the mixing unit 100: the first stream of the cracking unit 300 side draw stream: the process water stream is 1:0.25:1.25 based on 1,000 kg/hr of the phenolic by-product stream. was controlled with
  • the exhaust stream from the mixing device 100 was supplied to the delamination device 200, and after staying in the delamination device 200 for 5 hours, the discharged oil stream passes through the second heat exchanger 420 and is heated to 159° C. It was supplied to the decomposition device 300 operated at 0.1 KG in a state of being.
  • the active ingredient was obtained from the cracking unit 300 overhead effluent stream, and a first stream of the side effluent stream discharged at 200° C. is fed to the mixing apparatus 100, and the second stream is mixed with the bottom effluent stream to produce a second It was discharged through a heat exchanger 420 .
  • the process was simulated using the Aspen Plus simulator of Aspen using the process flow diagram shown in FIG. 3 .
  • the phenolic by-product stream of the composition shown in Table 1 is a flow rate of 1,000 kg / hr, after passing through the first heat exchanger 410 at a temperature of 211 ° C. It was mixed with the stream, passed through the cooler 500 and supplied to the mixing device 100 in a state cooled to 80° C., and mixed with the process water stream of pH 4 in the mixing device 100 .
  • the flow ratio of the phenolic by-product stream mixed in the mixing unit 100: the first stream of the cracking unit 300 side draw stream: the process water stream is 1:0.25:1.25 based on 1,000 kg/hr of the phenolic by-product stream. was controlled with
  • the exhaust stream from the mixing device 100 was supplied to the delamination device 200, and after 5 hours of residence in the delamination device 200, the discharged oil stream is a first heat exchanger 410 and a second heat exchanger 420 ) passed through and supplied to the decomposition device 300 operated at 0.1 KG in a heated state to 190 °C.
  • the active ingredient was obtained from the cracking unit 300 overhead effluent stream, and a first stream of the side effluent stream discharged at 200° C. is fed to the mixing apparatus 100, and the second stream is mixed with the bottom effluent stream to produce a second It was discharged through a heat exchanger 420 .
  • the process was simulated using the Aspen Plus simulator of Aspen using the process flow diagram shown in FIG. 4 .
  • the process was simulated using the Aspen Plus simulator of Aspen using the process flow diagram shown in FIG. 4 .
  • the phenol-based by-product stream having a temperature of 211 ° C of the composition shown in Table 1 to 80 ° C using the cooler 500 at a flow rate of 1,000 kg/hr
  • a process water stream of pH 4 was fed to the mixing device 100 .
  • the flow ratio of the phenolic byproduct stream input to the mixing device 100: the process water stream was controlled to be 1:1.25 based on 1,000 kg/hr of the phenolic byproduct stream.
  • the output stream from the mixing device 100 was supplied to the delamination apparatus 200, and after a 5 hour residence in the delamination apparatus 200, the discharged oily stream was directly supplied to the decomposition apparatus 300 operated at 0.1 KG. .
  • An active ingredient was obtained from the cracking unit 300 overhead effluent stream, and the bottom effluent stream was discharged.
  • the temperature (°C) and energy consumption (Gcal/hr) of the oily stream discharged from the delamination device 200 supplied to the decomposition device 300 in each of the processes of Examples 1 to 3 and Comparative Example 1 is shown below. Table 3 shows.
  • Example 1 Example 2 Example 3 Comparative Example 1 Oil phase stream temperature (°C) 136 159 190 80 Energy consumption (Gcal/hr) cooler 0.22 0.38 0.22 0.38 disintegration device 0.72 0.64 0.54 0.86 total 0.94 1.02 0.76 1.24
  • the oily stream discharged from the delamination unit 200 is a phenolic by-product stream and a second stream of the cracking unit 300 side discharge stream and a mixed stream of the bottom discharge stream using any one or more
  • the oil-phase stream discharged from the layer separation device 200 is heated in the first heat exchanger 410 using a phenol-based by-product stream, and the oil-phase stream heated in the first heat exchanger 410 is subjected to a second heat exchange.
  • Example 3 in which the second stream of the side discharge stream and the mixed stream of the bottom discharge stream were further heated in the group 420, it was confirmed that the energy consumption was the most reduced.

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Abstract

본 발명은 페놀계 부산물 분해방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 페놀계 부산물 스트림, 분해 장치 측면 배출 스트림의 제1 스트림 및 공정수 스트림을 혼합 장치에 투입하여 혼합하는 단계; 상기 혼합 장치 배출 스트림을 층분리 장치에 투입하여 유상 및 수상으로 상 분리하는 단계; 상기 층분리 장치에서 배출되는 유상 스트림을 제1 열교환기 및 제2 열교환기 중 어느 하나 이상을 통과시켜 분해 장치에 투입하여 분해하는 단계; 및 상기 분해 장치 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 혼합 장치에 공급하고, 측면 배출 스트림의 제2 스트림은 하부 배출 스트림과 혼합 스트림을 형성하여 배출하고, 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 회수하는 단계를 포함하는 페놀계 부산물 분해방법을 제공한다.

Description

페놀계 부산물 분해방법
관련출원과의 상호인용
본 출원은 2020년 07월 10일자 한국특허출원 제10-2020-0085515호에 기초한 우선권의 이익을 주장하며, 해당 한국특허출원의 문헌에 개시된 모든 내용은 본 명세서의 일부로서 포함된다.
기술분야
본 발명은 페놀계 부산물 분해방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 페놀계 부산물로부터 유효 성분을 효과적으로 분리함과 동시에 에너지 사용량을 절감시킬 수 있는 페놀계 부산물 분해방법에 관한 것이다.
전 세계에서 사용되는 페놀의 약 95 %는 일반적으로 혹 공정(Hock process) 공정에 의해 생산된다. 상기 혹 공정은 (1) 벤젠을 프로필렌으로 알킬화하여 큐멘을 형성하는 단계, (2) 큐멘을 산소와 결합시켜 큐멘하이드로퍼옥사이드(Cumene Hydroperoxide, CHP)로 산화시키는 단계 및 (3) 큐멘하이드로퍼옥사이드를 산 촉매 하에서 산 분해 반응에 의해 페놀과 아세톤으로 분해시키는 단계의 3 단계로 실시된다.
여기서, 상기 (2) 단계인 큐멘의 산화 단계에서는 큐멘하이드로퍼옥사이드 이외에도, 아세토페논(Acetophenone, AP), 디메틸벤질알코올(Dimethyl benzyl alcohol, DMBA), 디큐밀퍼옥사이드(Dicumylperoxide, DCP) 및 디큐멘(Dicumene, DC) 등의 부산물(By-product)이 생성된다.
또한, 상기 (3) 단계인 큐멘하이드로퍼옥사이드의 산 분해 반응에서는 페놀 및 아세톤 이외에도, 하이드록시아세톤(Hydroxy acetone, HA), 2-메틸벤조퓨란(2-Methylbenzofuran, 2-MBF), 알파-메틸스티렌(Alpha-methyl styrene, AMS), 메시틸옥사이드(Mesityl oxide, MO), 알파-메틸스티렌 다이머(AMS dimer) 및 큐밀 페놀(Cumyl phenol, CP) 등이 부산물(By-product)로 생성된다.
따라서, 상기와 같은 반응 공정을 통해 생성된 생성물 스트림은 페놀, 아세톤 및 다양한 부산물이 혼합된 상태로 존재하기 때문에, 생성물 스트림으로부터 페놀을 분리하기 위한 일련의 분리 공정이 필요하다.
상기 생성물 스트림은 별도의 분리 장치에 투입되어, 미반응 큐멘, 아세톤, 알파-메틸스티렌 및 하이드록시아세톤 등을 포함하는 아세톤계 혼합물은 분리 장치의 탑정에서 분리되고, 페놀과 일부의 알파-메틸스티렌, 2-메틸벤조퓨란 및 기타 부산물 등을 포함하는 페놀계 혼합물은 분리 장치의 탑저에서 분리된다.
상기 분리 장치의 탑저에서 분리된 페놀계 혼합물은 페놀 컬럼에 투입되어, 페놀은 페놀 컬럼의 탑정에서 분리되고, 디큐밀퍼옥사이드, 큐밀페놀, 알파-메틸스티렌 다이머 및 타르(tar) 등과 같은 페놀계 부산물은 상기 페놀 컬럼의 탑저에서 분리된다.
또한, 일반적으로 비스페놀 A(Bisphenol A, BPA)를 생산하는 공정은, 상기 혹 공정으로부터 생산된 페놀 및 아세톤을 산성 촉매 또는 양이온 교환 수지의 존재 하에 축합 반응시켜 비스페놀 A를 제조하는 공정이다.
이에, 상기 비스페놀 A 반응 생성물 스트림 내에는 비스페놀 A 외에도 미반응 페놀, 미반응 아세톤, 트리스페놀(Trisphenol, BPX) 및 타르(Tar) 등이 부산물로 생성된다.
상기 페놀 공정 및 비스페놀 A 제조 공정에서 발생하는 부산물은 별도의 분해 장치를 통해 페놀, 큐멘, 알파-메틸스티렌과 같은 유효 성분들을 회수할 수 있으며, 효율적으로 유효 성분을 회수할 수 있는 분해 공정 및 분해 장치에 대한 연구가 진행되고 있다.
본 발명에서 해결하고자 하는 과제는, 상기 발명의 배경이 되는 기술에서 언급한 문제들을 해결하기 위하여, 페놀계 부산물을 분해하여 유효 성분을 수득하고, 분해 장치 측면 배출 스트림을 이용하여, 상기 분해 장치 측면 배출 스트림의 열을 공정 내에서 재사용함으로써 에너지를 절감시킬 수 있는 방법을 제공하고자 한다.
상기의 과제를 해결하기 위한 본 발명의 일 실시예에 따르면, 본 발명은 페놀계 부산물 스트림, 분해 장치 측면 배출 스트림의 제1 스트림 및 공정수 스트림을 혼합 장치에 투입하여 혼합하는 단계; 상기 혼합 장치 배출 스트림을 층분리 장치에 투입하여 유상 및 수상으로 상 분리하는 단계; 상기 층분리 장치에서 배출되는 유상 스트림을 제1 열교환기 및 제2 열교환기 중 어느 하나 이상을 통과시켜 분해 장치에 투입하여 분해하는 단계; 및 상기 분해 장치 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 혼합 장치에 공급하고, 측면 배출 스트림의 제2 스트림은 하부 배출 스트림과 혼합 스트림을 형성하여 배출하고, 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 회수하는 단계를 포함하는 페놀계 부산물 분해방법을 제공한다.
본 발명에 따른 페놀계 부산물 분해방법에 따라, 페놀계 부산물을 분해하여 유효 성분을 수득하는 경우, 염이 제거된 고부가가치의 유효 성분을 수득할 수 있고, 동시에 분해 장치 측면 배출 스트림을 활용하여, 상기 분해 장치 측면 배출 스트림의 열을 공정 내에서 재사용함으로써 에너지를 절감시킬 수 있다.
도 1 내지 3은 각각 본 발명의 일 실시예에 따른, 페놀계 부산물 분해방법에 대한 공정 흐름도이다.
도 4는 비교예에 따른 페놀계 부산물 분해방법에 대한 공정 흐름도이다.
본 발명의 설명 및 청구범위에서 사용된 용어나 단어는, 통상적이거나 사전적인 의미로 한정해서 해석되어서는 아니되며, 발명자는 그 자신의 발명을 가장 최선의 방법으로 설명하기 위해 용어의 개념을 적절하게 정의할 수 있다는 원칙에 입각하여, 본 발명의 기술적 사상에 부합하는 의미와 개념으로 해석되어야만 한다.
본 발명에서 용어 '스트림(stream)'은 공정 내 유체(fluid)의 흐름을 의미하는 것일 수 있고, 또한, 배관 내에서 흐르는 유체 자체를 의미하는 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 '스트림'은 각 장치를 연결하는 배관 내에서 흐르는 유체 자체 및 유체의 흐름을 동시에 의미하는 것일 수 있다. 또한, 상기 유체는 기체(gas) 또는 액체(liquid)를 의미할 수 있다.
이하, 본 발명에 대한 이해를 돕기 위하여 본 발명을 도 1 내지 3을 참조하여 더욱 상세하게 설명한다.
본 발명에 따르면, 페놀계 부산물 분해방법이 제공된다. 상기 페놀계 부산물 분해방법은 페놀계 부산물 스트림, 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림 및 공정수 스트림을 혼합 장치(100)에 투입하여 혼합하는 단계; 상기 혼합 장치(100) 배출 스트림을 층분리 장치(200)에 투입하여 유상 및 수상으로 상 분리하는 단계; 상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림을 제1 열교환기(410) 및 제2 열교환기(420) 중 어느 하나 이상을 통과시켜 분해 장치(300)에 투입하여 분해하는 단계; 및 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 혼합 장치(100)에 공급하고, 측면 배출 스트림의 제2 스트림은 하부 배출 스트림과 혼합 스트림을 형성하여 배출하고, 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 회수하는 단계를 포함할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 페놀계 부산물은 페놀 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물 및 비스페놀 A 제조 공정에서 발생되는 페놀계 부산물 중 어느 하나 이상을 포함할 수 있다. 예를 들어, 상기 페놀계 부산물은 페놀 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물, 비스페놀 A 제조 공정에서 발생되는 페놀계 부산물 또는 페놀 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물 및 비스페놀 A 제조 공정에서 발생되는 페놀계 부산물의 혼합물일 수 있다.
상기 페놀 제조 공정은 앞서 기재한 혹 공정(Hock process)을 통해 수행될 수 있다. 구체적으로, 페놀 제조 공정은 큐멘의 산화 반응에 의해 제조된 큐멘하이드로퍼옥사이드를 분해 및 정제하여, 페놀 및 아세톤을 분리하는 단계를 통해 수행될 수 있다. 상기 큐멘의 산화 반응에 의해 제조된 큐멘하이드로퍼옥사이드를 분해 및 정제하여, 페놀 및 아세톤을 분리하는 단계는, 큐멘 정제 공정과 페놀/아세톤 정제 공정을 이용하는 단계로서, 우선, 프로필렌(propylene) 및 벤젠(benzene)을 알킬화 반응시켜 큐멘을 제조한 후, 정제 공정을 통해 중질(heavy)/경질(light) 부산물은 배출시키고, 큐멘은 정제 분리한다. 이어서, 정제된 큐멘을 산화 반응시켜 큐멘하이드로퍼옥사이드(cumene hydro peroxide, CHP)를 제조한 후, 황산(H2SO4)등 통상의 산 촉매 하에서 상기 큐멘하이드로퍼옥사이드(CHP)를 분해 반응시켜, 페놀, 아세톤, 알파-메틸스티렌(α-methyl stylene, AMS) 및 중질(heavy) 부산물 등을 생성하고, 정제 공정을 통해 알파메틸 스타이렌(AMS) 및 중질 부산물은 배출시키고, 페놀 및 아세톤은 정제 분리한다.
상기와 같은 반응 공정을 통해 생성된 생성물 스트림은 페놀, 아세톤 및 다양한 부산물이 혼합된 상태로 존재하기 때문에, 생성물 스트림으로부터 페놀을 분리하기 위한 일련의 분리 공정이 필요하다.
상기 생성물 스트림은 별도의 분리 장치에 투입되어, 미반응 큐멘, 아세톤, 알파-메틸스티렌 및 하이드록시아세톤 등을 포함하는 아세톤계 혼합물은 분리 장치의 탑정에서 분리되고, 페놀과 일부의 알파-메틸스티렌, 2-메틸벤조퓨란 및 기타 부산물 등을 포함하는 페놀계 혼합물은 분리 장치의 탑저에서 분리된다.
상기 분리 장치의 탑저에서 분리된 페놀계 혼합물은 페놀 컬럼에 투입되어, 페놀은 페놀 컬럼의 탑정에서 분리되고, 디큐밀퍼옥사이드, 큐밀페놀, 알파-메틸스티렌 다이머 및 타르(tar) 등과 같은 페놀계 부산물은 상기 페놀 컬럼의 탑저에서 분리된다. 결과적으로, 페놀 제조 공정에서 발생되는 페놀계 부산물은 페놀, 큐멘 및 알파-메틸스티렌 등과 같은 일부 유효 성분과 타르를 포함할 수 있다.
또한, 상기 비스페놀 A 제조 공정은 앞서 기재한 혹 공정을 통해 제조된 페놀과 아세톤을 반응시켜 비스페놀 A를 제조하고, 상기 반응 생성물로부터 비스페놀 A를 회수하는 방법으로 수행될 수 있다. 구체적으로, 상기 비스페놀 A 제조 공정은, 큐멘의 산화 반응에 의해 제조된 큐멘하이드로퍼옥사이드를 분해 및 정제하여, 페놀 및 아세톤을 분리하는 단계; 상기 분리된 페놀 및 아세톤을 반응시켜 제조된 비스페놀 A를 분리하고, 분리되지 않은 비스페놀 A를 포함하는 스트림을 알칼리 수용액 하에서 분해하는 단계; 및 상기 분해 반응에 의한 반응 생성물, 페놀계 부산물 및 아세톤계 부산물을 분리하는 단계를 통해 수행될 수 있다.
상기 큐멘의 산화 반응에 의해 제조된 큐멘하이드로퍼옥사이드를 분해 및 정제하여, 페놀 및 아세톤을 분리하는 단계는, 큐멘 정제 공정과 페놀/아세톤 정제 공정을 이용하는 단계로서, 우선, 프로필렌(propylene) 및 벤젠(benzene)을 알킬화 반응시켜 큐멘을 제조한 후, 정제 공정을 통해 중질(heavy)/경질(light) 부산물은 배출시키고, 큐멘은 정제 분리한다. 이어서, 정제된 큐멘을 산화 반응시켜 큐멘하이드로퍼옥사이드(cumene hydro peroxide, CHP)를 제조한 후, 황산(H2SO4)등 통상의 산 촉매 하에서 상기 큐멘하이드로퍼옥사이드(CHP)를 분해 반응시켜, 페놀, 아세톤, 알파-메틸스티렌(α-methyl stylene, AMS) 및 중질(heavy) 부산물 등을 생성하고, 정제 공정을 통해 알파메틸 스타이렌(AMS) 및 중질 부산물은 배출시키고, 페놀 및 아세톤은 정제 분리한다.
상기 분리된 페놀 및 아세톤을 반응시켜 제조된 비스페놀 A를 분리하고, 분리되지 않은 비스페놀 A를 포함하는 스트림을 알칼리 수용액 하에서 분해하는 단계는, 비스페놀 A(bisphenol A, BPA) 정제 공정을 이용하는 단계로서, 우선, 상기 정제 분리된 페놀 및 아세톤을 반응시켜 비스페놀 A, 보다 정확하게는 조(crude) 비스페놀 A를 제조한 후, 결정화 공정을 거쳐 순도가 향상된 비스페놀 A가 제조된다. 이와 같이 제조된 비스페놀 A는 BPA 정제 공정을 거쳐 분리되고, 분리되지 않은 비스페놀 A를 포함하는 부산물은 NaOH, KOH 및 LiOH와 같은 염기의 성질을 가지는 과량의 알칼리 수용액 하에서 분해된다.
상기 분해 반응에 의한 반응 생성물, 페놀계 부산물 및 아세톤계 부산물을 분리하는 단계는, 상기 분해 반응이 완료된 스트림을 분리 장치에 공급하여 아세톤계 혼합물은 분리 장치의 탑정에서 분리되고, 반응 생성물은 분리 장치의 탑저에서 분리될 수 있다. 상기 반응 생성물은 비스페놀 A 페놀 컬럼에 투입되어, 비스페놀 A는 탑정에서 분리되고, 비스페놀 A, 페놀, 디큐밀퍼옥사이드, 큐밀페놀, 알파-메틸스티렌 다이머 및 타르(tar) 등과 같은 페놀계 부산물은 상기 탑저에서 분리된다. 이 때, 상기 페놀계 부산물에는 불순물인 타르 이외에도, 생성물인 비스페놀 A와, 큐멘 및 알파-메틸스티렌 등과 같은 유효 성분을 포함하고 있다.
결과적으로, 비스페놀 A 제조 공정에서 발생되는 페놀계 부산물은 비스페놀 A와, 페놀, 큐멘 및 알파-메틸스티렌 등과 같은 일부 유효 성분과 타르를 포함할 수 있다.
따라서, 상기 비스페놀 A 제조 공정에서 발생되는 페놀계 부산물과 페놀 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물의 혼합물은 비스페놀 A, 페놀, 알파-메틸스티렌, 아세토페논, 큐밀 페놀 및 알파-메틸스티렌 다이머로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함할 수 있다. 구체적인 예로, 페놀계 부산물은 비스페놀 A, 페놀, 알파-메틸스티렌, 아세토페논, 큐밀 페놀 및 알파-메틸스티렌 다이머로 이루어진 군으로부터 선택된 2종 이상, 또는 이들 모두를 포함하는 것일 수 있다.
상기 페놀계 부산물은 비스페놀 A 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물과 페놀 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물을 1:2 내지 10의 유량비로 포함할 수 있다. 예를 들어, 상기 페놀계 부산물은 비스페놀 A 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물과 페놀 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물을 1:2 내지 10, 1:4 내지 10 또는 1:6 내지 10의 유량비로 포함할 수 있다. 이와 같이, 비스페놀 A 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물 대비 페놀 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물의 함량의 높은 페놀계 부산물을 분해하는 것이 분해 장치(300)에 부하를 방지하고, 공정에서의 에너지 사용량을 절감하는 측면에서 바람직할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 페놀 제조 공정 및 비스페놀 A 제조 공정은 앞서 기재한 큐멘하이드로퍼옥사이드의 산 분해 반응을 포함하여 실시될 수 있다. 이 때, 상기 큐멘하이드로퍼옥사이드의 산 분해 반응은 산을 포함하여 실시되므로, 산 분해 반응액은 산을 포함하고 있다. 따라서, 상기 산 분해 반응액으로부터 증류 등의 공정에 의해 페놀 및 아세톤을 수득하기 위해서는 상기 산 분해 반응액을 중화시키는 공정이 필요하다.
이에, 상기 산 분해 반응액을 분리하기에 앞서, 염기성 수용액 등에 의해 중화시키게 되는데, 이 때 중화된 산 분해 반응액 내에는, 산 분해 반응에 이용된 산과, 염기성 수용액 등의 염기 사이의 중화 반응에 따른 염(Salt)이 발생한다. 중화 공정에 의해 중화된 산 분해 반응액은 유상 및 수상으로 분리되고, 분리된 유상으로부터 페놀 및 아세톤을 수득하기 위한 분리 공정을 실시하게 되는데, 상기 염은, 수상에서 대부분 함께 제거되지만, 일부는 유상 내에 잔존하게 된다.
이러한 염은 본 발명에서 기재하는 페놀계 부산물 내에 잔존하게 된다. 이렇게 페놀계 부산물 내에 잔존하는 염은, 이후 페놀계 부산물로부터 유효 성분을 수득하기 위한 페놀계 부산물 분해 시, 분해 장치(300)의 부식, 폐색 및 퇴적 등을 일으켜 분해 장치(300)의 고장의 원인이 되는 문제가 있다. 따라서, 페놀계 부산물 분해 시, 페놀계 부산물 내의 염을 최소화하는 것이 중요하다.
이에, 페놀계 부산물 내의 염을 제거하기 위한 방법으로, 페놀계 부산물을 분해하기에 앞서, 공정수를 투입하여 염을 제거하는 방법을 고려해볼 수 있으나, 이 경우 유상과 수상의 상 분리가 원활하지 않고, 이에 따라 염을 충분히 제거할 수 없는 문제가 있다.
또한, 페놀계 부산물에 공정수와 함께 페놀 제조 공정 내 아세톤 컬럼 등으로부터 유효 성분으로 배출되는 큐멘 및 알파-메틸스티렌과 같은 유기물을 투입하여 염을 제거하는 방법도 고려해볼 수 있으나, 이는 큐멘 및 알파-메틸스티렌을 다시 생성물로 수득하여야 하기 때문에, 페놀 제조 공정에 과부하가 발생하고, 전체 운전 에너지를 증가시키는 문제가 있다.
또한, 페놀계 부산물에 공정수와 함께 페놀계 부산물을 분해하기 위해 유효 성분을 포함하는 분해 장치(300)의 상부 배출 스트림과 같은 유기물을 투입하여 염을 제거하는 방법도 고려해볼 수 있으나, 이는 유효 성분으로 수득되는 분해 장치(300) 상부 배출 스트림을 그대로 활용하기 때문에, 정제 효율이 감소하고, 환류되는 스트림이 감소하여 분해 장치(300) 상부에 응축기를 운전하기 위한 냉열이 추가적으로 필요하여, 결국 전체 운전 에너지를 증가시키는 문제가 있다.
반면, 본 발명에 따른 페놀계 부산물 분해 방법에 의하면, 페놀계 부산물 내의 염을 최소화하는 것이 가능하고, 이에 따라 페놀계 부산물 분해 장치(300)의 안정적인 운전이 가능하여, 페놀계 부산물을 분해하여 유효 성분을 효과적으로 수득할 수 있는 효과가 있다.
구체적으로, 본 발명에서는 페놀계 부산물 내의 염을 제거하기 위한 방법으로, 페놀계 부산물을 분해하기에 앞서, 상기 페놀계 부산물 스트림을 혼합 장치(100)에 공급하고, 상기 혼합 장치(100)에 별도로 분해 장치(300) 측면 배출 스트림 및 공정수 스트림을 투입하여 상기 페놀계 부산물 내 잔존하는 염을 최소화할 수 있다. 이 때, 상기 혼합 장치(100)로 공급되는 분해 장치(300) 측면 배출 스트림은 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림 중 일부인 제1 스트림이 공급될 수 있다.
상기 페놀계 부산물은 상술한 바와 같이, 비스페놀 A, 페놀, 알파-메틸스티렌, 아세토페논, 큐밀 페놀 및 알파-메틸스티렌 다이머로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함하는 것일 수 있다. 구체적인 예로, 상기 페놀계 부산물은 비스페놀 A, 페놀, 알파-메틸스티렌, 아세토페논, 큐밀 페놀 및 알파-메틸스티렌 다이머로 이루어진 군으로부터 선택된 2종 이상, 또는 이들 모두를 포함하는 것일 수 있다.
상기 공정수는, 페놀계 부산물 스트림 내의 염을 용해하여 제거하기 위한 것으로, 증류수 이외에도, 산성을 나타내는 수용액, 염기성을 나타내는 수용액 등 각종 수용액을 모두 포함하는 의미일 수 있다.
상기 공정수는 pH가 3.5 내지 7, 3.5 내지 5.5, 또는 3.5 내지 4.5일 수 있고, 이 범위 내에서 혼합 장치(100) 및 층분리 장치(200)의 부식을 방지하면서도, 염의 용해도를 향상시키며, 층분리 장치(200) 내에서 유상과 수상의 분리 시 상 분리 능력을 향상시키는 효과가 있다.
상기 혼합 장치(100)는 페놀계 부산물 및 공정수를 혼합하기 위한 혼합기일 수 있다. 구체적인 예로, 상기 혼합기는 상기 페놀계 부산물 및 공정수의 혼합을 용이하게 실시하기 위해 라인 믹서(line mixer) 또는 스태틱 믹서(static mixer)를 구비한 것일 수 있다.
상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림은 후술하는 분해 장치(300)의 측면에서 배출되는 스트림으로서, 페놀, 아세토페논, 이소프로필페놀, 알파-메틸스티렌 및 큐멘으로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함하는 것일 수 있다. 구체적인 예로, 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림은 페놀, 아세토페논, 이소프로필페놀, 알파-메틸스티렌 및 큐멘을 포함하는 것일 수 있다. 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림을 상기 혼합 장치(100)에 투입하는 이유는, 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림에 포함된 아세토페논이 후술할 층분리 장치(200)를 이용한 상 분리 시, 유상과 염을 포함하는 수상과의 상 분리를 활성화시켜, 유상 내 염이 잔존하는 것을 최소화하기 위함이다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 페놀계 부산물 스트림은 페놀 제조 공정 및 비스페놀 A 제조 공정 중 어느 하나의 공정으로부터 공급되는 스트림으로서, 공급되는 온도가 예를 들어, 200 ℃ 이상, 200 ℃ 내지 300 ℃ 또는 200 ℃ 내지 250 ℃ 범위로 고온일 수 있다. 따라서, 상기 페놀계 부산물 스트림을 혼합 장치(100)로 공급하기 전에 공정수의 기화를 방지하기 위해서는 상기 페놀계 부산물 스트림을 냉각시켜야 한다. 구체적으로, 상기 페놀계 부산물 스트림은 별도의 냉각기(500)를 이용하여 냉각시킨 후 층분리 장치(200)로 공급될 수 있다. 또한, 상기 페놀계 부산물 스트림은 냉각기(500)에서 냉각하기 전에, 제1 열교환기(410)를 통과하면서 냉각될 수 있다. 구체적으로, 상기 페놀계 부산물 스트림은 상기 제1 열교환기(410)에서 후술하는 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림과 열교환을 통해 냉각된 후, 냉각기(500)에서 추가로 냉각될 수 있다. 이와 같이, 공정 내 스트림과 열교환을 통해 상기 페놀계 부산물 스트림을 냉각하기 위한 에너지를 절감할 수 있으며, 동시에, 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림을 분해 장치(300)로 공급하기 전에 가열함으로써 분해 장치(300)에서 사용되는 에너지를 절감시킬 수 있다.
상기 페놀계 부산물 스트림은 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림 및 공정수 스트림과 혼합 장치(100)에 투입되어 혼합될 수 있다. 예를 들어, 상기 페놀계 부산물 스트림과 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 냉각기(500)에서 냉각하기 전에 혼합되고, 냉각기(500)를 거쳐 냉각될 수 있으며, 냉각된 후 혼합 장치(100)로 투입되어 상기 혼합 장치(100)에 투입되는 공정수와 혼합될 수 있다.
상기 혼합 장치(100)에 투입되는 페놀계 부산물 스트림, 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림 및 공정수 스트림의 유량비는 1:0.2~0.8:1~3, 1:0.3~0.7:1.2~2.8 또는 1:0.4~0.6:1.3~1.8일 수 있다. 상기 페놀계 부산물 스트림, 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림 및 공정수 스트림의 유량비를 상기 범위로 제어함으로써, 페놀계 부산물 스트림, 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림 및 공정수 스트림의 혼합은 물론, 후술하는 층분리 장치(200)에서의 유상 및 수상의 상 분리 능력이 향상되며, 페놀계 부산물 내에 포함된 염의 제거 효율이 향상되는 효과가 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 혼합 장치(100)에서 배출되는 혼합 장치(100) 배출 스트림은 층분리 장치(200)로 공급되고, 상기 층분리 장치(200)에서 유상 및 수상으로 상 분리될 수 있다. 구체적으로, 상기 층분리 장치(200)는 상기 혼합 장치(100) 배출 스트림 내 포함된 염을 제거하고, 분해 장치(300)에 투입하기 위해, 혼합 장치(100) 배출 스트림을 유상 및 수상으로 상 분리하는 것일 수 있다.
상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림은 페놀계 부산물 스트림으로부터 염이 제거된 스트림으로서, 분해 장치(300)의 공급 스트림으로 이용될 수 있고, 상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림은 염의 함량이 최소화된 상태이기 때문에, 분해 장치(300)에서 분해 반응 시, 분해 장치(300)의 부식, 폐색 및 퇴적 등을 방지할 수 있는 효과가 있다.
상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 수상 스트림은 공정수 및 페놀계 부산물 내 잔존하는 염을 포함할 수 있다. 이에 따라, 상기 페놀계 부산물 스트림으로부터 염을 제거하는 효과가 있다.
상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 수상 스트림의 일부 스트림은 상기 혼합 장치(100)로 공급되어 재사용할 수 있다. 또한, 층분리 장치(200)에서 배출되는 수상 스트림 중 혼합 장치(100)로 공급되지 않는 나머지 스트림은 염을 포함하는 폐수로서 배출될 수 있다.
상기 층분리 장치(200)는 유상 및 수상을 상 분리하기 위한 드럼(drum)일 수 있다.
상기 층분리 장치(200)에서 유상 및 수상을 상 분리하기 위해, 상기 혼합 장치(100) 배출 스트림을 층분리 장치(200) 내에서 1 시간 내지 10 시간, 2 시간 내지 8 시간, 또는 3 시간 내지 5 시간 체류시키는 단계를 포함할 수 있다. 이와 같이, 상기 혼합 장치(100) 배출 스트림을 층분리 장치(200) 내에서 체류시키는 경우, 상 분리가 보다 명확히 일어날 수 있고, 이에 따라, 페놀계 부산물로부터 염을 최대한 제거할 수 있는 효과가 있다.
상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림은 분해 반응을 위하여 분해 장치(300)에 공급될 수 있다. 이 때, 상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림은 제1 열교환기(410) 및 제2 열교환기(420) 중 어느 하나 이상을 통과하면서 분해 장치(300)로 공급되기 전에 공정 내 스트림을 이용하여 가열될 수 있다. 예를 들어, 상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림은 제1 열교환기(410)를 통과하면서 페놀계 부산물 스트림을 이용하여 가열되거나, 제2 열교환기(420)를 통과하면서 후술하는 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제2 스트림과 하부 배출 스트림의 혼합 스트림을 이용하여 가열되거나, 상기 제1 열교환기(410) 및 제2 열교환기(420)를 모두 통과하면서 2차로 가열될 수 있다. 결과적으로, 상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림은 제1 열교환기(410) 및 제2 열교환기(420) 중 어느 하나 이상을 통과하면서 공정 내 스트림을 이용하여 가열된 후 분해 장치(300)로 공급될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 분해 장치(300)에서 실시되는 분해는 열분해일 수 있고, 이를 실시하기 위한 분해 장치(300)는 열분해 장치(thermal cracker)일 수 있다. 구체적인 예로, 상기 열분해 장치는 반응기-증류탑 일체형 분리 장치일 수 있다.
상기 분해 장치(300)의 상부로부터 유효 성분을 분리하고, 하부로부터 타르를 포함하는 중질 물질을 효과적으로 분리하기 위하여 상기 분해 장치(300)는 260 ℃ 내지 370 ℃, 290 ℃ 내지 370 ℃ 또는 300 ℃ 내지 350 ℃의 온도 및 0.1 bar 내지 3 bar, 0.1 bar 내지 2 bar 또는 0.1 bar 내지 1.0 bar의 압력으로 운전될 수 있다.
상기 분해 장치(300)에서는 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 분리할 수 있다. 상기 유효 성분은 예를 들어, 페놀, 알파-메틸스티렌 및 큐멘으로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함할 수 있다. 또한, 상기 분해 장치(300) 하부 배출 스트림은 타르(tar)를 포함하는 스트림으로서, 회수되어 연료 등으로 재사용될 수 있다.
상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림은 분해 장치(300) 총 단수의 25% 내지 90%, 40% 내지 90% 또는 50% 내지 90%의 단에서 배출되는 것일 수 있다. 이 경우, 아세토페논이 분해 장치(300) 상부 배출 스트림으로 배출되는 것을 현저히 저감시키는 효과가 있다.
상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림은 아세토페논을 40 중량% 이상 포함할 수 있다. 예를 들어, 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림은 아세토페논을 40 중량% 내지 99 중량%, 55 중량% 내지 99 중량% 또는 60 중량% 내지 99 중량%로 포함하는 것일 수 있다. 상기 아세토페논은 페놀계 부산물 스트림에 포함되어 있는 유기물로써, 페놀계 부산물 분해 반응에 의해 수득되는 유효 성분과 대비되어 불순물로 작용하기 때문에 유효 성분 내의 아세토페논의 함량을 최소화하는 것이 바람직하다. 따라서, 본 발명에 따라 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림이 아세토페논을 40 중량% 이상 포함하는 경우, 분해 장치(300) 측면 배출 스트림을 분리함으로써 페놀계 부산물 분해 반응에 의해 수득되는 유효 성분 내 아세토페논의 함량을 최소화할 수 있어, 유효 성분의 수득 측면에서 유리한 효과가 있다.
상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림은 제1 스트림 및 제2 스트림으로 분기될 수 있다. 예를 들어, 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 혼합 장치(100)로 공급되어 페놀계 부산물 스트림 내 염 제거 효율을 향상시키고, 제2 스트림은 제2 열교환기(420)를 통과하여 배출시킴으로써, 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림을 가열시키고, 분해 장치(300) 하부 배출 스트림의 흐름성을 개선하면서, 상기 제2 열교환기(420) 내 축적되는 오염 물질을 용해시켜 제거할 수 있다.
구체적으로, 상술한 바와 같이, 아세토페논의 함량이 높은 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림을 이용하여 상기 페놀계 부산물 스트림 내 포함된 염을 효과적으로 제거할 수 있다.
또한, 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제2 스트림을 이용하여 타르의 함량이 높아 흐름성이 좋지 못한 분해 장치(300) 하부 배출 스트림의 흐름성을 개선할 수 있다. 예를 들어, 상기 분해 장치(300) 하부 배출 스트림은 상기 제2 스트림과 혼합되어 혼합 스트림을 형성하고, 상기 혼합 스트림은 제2 열교환기(420)를 통과하여 배출될 수 있다. 이를 통해, 상기 분해 장치(300) 하부 배출 스트림의 점도를 낮춰 흐름성을 개선할 수 있고, 동시에 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림에 포함된 유기물은 열교환기에 축적되는 오염 물질, 예를 들어, 타르 성분을 녹이기에 적당한 조성, 온도 등을 가지기 때문에, 열교환기의 내벽 및 배관 등에 축적된 오염 물질을 단시간에 효과적으로 용해시켜 제거할 수 있다.
또한, 상기 분해 장치(300)는 고온으로 운전되기 때문에, 측면 배출 스트림 또한 고온으로 배출되고, 상기 고온의 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제2 스트림을 이용하여 공정 내 스트림을 가열하는 열원으로 사용함으로써 에너지를 절감할 수 있다. 예를 들어, 상기 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 온도는 150 ℃ 내지 400 ℃, 150 ℃ 내지 300 ℃ 또는 180 ℃ 내지 250 ℃일 수 있다. 이와 같이, 고온의 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제2 스트림을 분해 장치(300) 하부 배출 스트림과 함께 제2 열교환기(420)를 통과시켜 배출함으로써, 분해 장치(300) 하부 배출 스트림의 흐름성을 개선함과 동시에, 제2 열교환기(420)로 공급되는 제1 열교환기(410)를 통과한 층분리 장치(200)의 유상 스트림을 가열할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 페놀계 부산물 분해방법에서는 필요한 경우, 증류 컬럼(미도시), 컨덴서(미도시), 리보일러(미도시), 밸브(미도시), 펌프(미도시), 분리기(미도시) 및 혼합기(미도시) 등의 장치를 추가적으로 더 설치할 수 있다.
이상, 본 발명에 따른 페놀계 부산물 분해방법을 기재 및 도면에 도시하였으나, 상기의 기재 및 도면의 도시는 본 발명을 이해하기 위한 핵심적인 구성만을 기재 및 도시한 것으로, 상기 기재 및 도면에 도시한 공정 및 장치 이외에, 별도로 기재 및 도시하지 않은 공정 및 장치는 본 발명에 따른 페놀계 부산물 분해방법을 실시하기 위해 적절히 응용되어 이용될 수 있다.
이하, 실시예에 의하여 본 발명을 더욱 상세하게 설명하고자 한다. 그러나, 하기 실시예는 본 발명을 예시하기 위한 것으로 본 발명의 범주 및 기술사상 범위 내에서 다양한 변경 및 수정이 가능함은 통상의 기술자에게 있어서 명백한 것이며, 이들 만으로 본 발명의 범위가 한정되는 것은 아니다.
실시예
실시예 1
도 1에 도시된 공정 흐름도를 이용하여 Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 공정을 시뮬레이션 하였다. 구체적으로, 하기 표 1에 기재된 조성의 페놀계 부산물 스트림은 1,000 kg/hr의 유량으로, 211 ℃의 온도에서 제1 열교환기(410)를 통과한 후 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림과 혼합하고, 냉각기(500)를 통과하여 80 ℃로 냉각된 상태에서 혼합 장치(100)로 공급하였으며, 상기 혼합 장치(100)에서 pH 4의 공정수 스트림과 혼합하였다. 상기 혼합 장치(100)에서 혼합되는 페놀계 부산물 스트림:분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림:공정수 스트림의 유량비는 페놀계 부산물 스트림 1,000 kg/hr를 기준으로, 1:0.25:1.25로 제어하였다.
상기 혼합 장치(100) 배출 스트림은 층분리 장치(200)로 공급되었으며, 층분리 장치(200)에서 5 시간 체류 후, 배출되는 유상 스트림은 제1 열교환기(410)를 통과하여 136 ℃로 가열된 상태로 0.1 KG로 운전되는 분해 장치(300)로 공급하였다.
상기 분해 장치(300) 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 수득하였고, 200 ℃로 배출되는 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 혼합 장치(100)로 공급하고, 제2 스트림은 하부 배출 스트림과 혼합하여 배출하였다.
상기 분해 장치(300) 상부 배출 스트림 및 측면 배출 스트림의 조성은 하기 표 2에 나타내었다.
구분 페놀계 부산물 스트림
페놀 (wt%) 4.85
알파-메틸스티렌 (wt%) 7.14
아세토페논 (wt%) 11.60
큐밀 페놀 (wt%) 15.32
알파-메틸스티렌 다이머 (wt%) 10.74
비스페놀 A (wt%) 11.56
기타 (wt%) 38.79
계 (wt%) 100.00
구분 분해 장치 상부 배출 스트림 분해 장치 측면 배출 스트림
페놀 (wt%) 32.99 19.87
알파-메틸스티렌 (wt%) 50.07 5.92
큐멘 (wt%) 11.83 0.94
아세토페논 (wt%) 0.01 46.75
이소프로필 페놀 (wt%) 0.00 26.19
기타 (wt%) 5.10 0.33
계 (wt%) 100.00 100.00
실시예 2
도 2에 도시된 공정 흐름도를 이용하여 Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 공정을 시뮬레이션 하였다. 구체적으로, 상기 표 1에 기재된 조성의 페놀계 부산물 스트림은 1,000 kg/hr의 유량으로, 211 ℃의 온도에서 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림과 혼합하고, 냉각기(500)를 통과하여 80 ℃로 냉각된 상태에서 혼합 장치(100)로 공급하였으며, 상기 혼합 장치(100)에서 pH 4의 공정수 스트림과 혼합하였다. 상기 혼합 장치(100)에서 혼합되는 페놀계 부산물 스트림:분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림:공정수 스트림의 유량비는 페놀계 부산물 스트림 1,000 kg/hr를 기준으로, 1:0.25:1.25로 제어하였다.
상기 혼합 장치(100) 배출 스트림은 층분리 장치(200)로 공급되었으며, 층분리 장치(200)에서 5 시간 체류 후, 배출되는 유상 스트림은 제2 열교환기(420)를 통과하여 159 ℃로 가열된 상태로 0.1 KG로 운전되는 분해 장치(300)로 공급하였다.
상기 분해 장치(300) 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 수득하였고, 200 ℃로 배출되는 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 혼합 장치(100)로 공급하고, 제2 스트림은 하부 배출 스트림과 혼합하여 제2 열교환기(420)를 통과시켜 배출하였다.
실시예 3
도 3에 도시된 공정 흐름도를 이용하여 Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 공정을 시뮬레이션 하였다. 구체적으로, 상기 표 1에 기재된 조성의 페놀계 부산물 스트림은 1,000 kg/hr의 유량으로, 211 ℃의 온도에서 제1 열교환기(410)를 통과한 후 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림과 혼합하고, 냉각기(500)를 통과하여 80 ℃로 냉각된 상태에서 혼합 장치(100)로 공급하였으며, 상기 혼합 장치(100)에서 pH 4의 공정수 스트림과 혼합하였다. 상기 혼합 장치(100)에서 혼합되는 페놀계 부산물 스트림:분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제1 스트림:공정수 스트림의 유량비는 페놀계 부산물 스트림 1,000 kg/hr를 기준으로, 1:0.25:1.25로 제어하였다.
상기 혼합 장치(100) 배출 스트림은 층분리 장치(200)로 공급되었으며, 층분리 장치(200)에서 5 시간 체류 후, 배출되는 유상 스트림은 제1 열교환기(410) 및 제2 열교환기(420)를 통과하여 190 ℃로 가열된 상태로 0.1 KG로 운전되는 분해 장치(300)로 공급하였다.
상기 분해 장치(300) 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 수득하였고, 200 ℃로 배출되는 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 혼합 장치(100)로 공급하고, 제2 스트림은 하부 배출 스트림과 혼합하여 제2 열교환기(420)를 통과시켜 배출하였다.
비교예
비교예 1
도 4에 도시된 공정 흐름도를 이용하여 Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 공정을 시뮬레이션 하였다. 구체적으로, 상기 표 1에 기재된 조성의 211 ℃의 온도를 갖는 페놀계 부산물 스트림을 1,000 kg/hr의 유량으로, 냉각기(500)를 이용하여 80 ℃로 냉각시킨 후 pH 4의 공정수 스트림과 함께 혼합 장치(100)에 공급하였다. 상기 혼합 장치(100)에 투입되는 페놀계 부산물 스트림:공정수 스트림의 유량비는 페놀계 부산물 스트림 1,000 kg/hr를 기준으로, 1:1.25로 제어하였다.
상기 혼합 장치(100) 배출 스트림은 층분리 장치(200)로 공급되었으며, 층분리 장치(200)에서 5 시간 체류 후, 배출되는 유상 스트림은 0.1 KG로 운전되는 분해 장치(300)에 바로 공급하였다.
상기 분해 장치(300) 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 수득하였고, 하부 배출 스트림은 배출하였다.
실험예
실험예 1
상기 실시예 1 내지 실시예 3 및 비교예 1 각각의 공정에서 분해 장치(300)에 공급되는 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림의 온도(℃) 및 에너지 사용량(Gcal/hr)을 하기 표 3에 나타내었다.
실시예 1 실시예 2 실시예 3 비교예 1
유상 스트림 온도(℃) 136 159 190 80
에너지 사용량(Gcal/hr) 냉각기 0.22 0.38 0.22 0.38
분해 장치 0.72 0.64 0.54 0.86
총합 0.94 1.02 0.76 1.24
상기 표 3을 참조하면, 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림을 페놀계 부산물 스트림 및 분해 장치(300) 측면 배출 스트림의 제2 스트림과 하부 배출 스트림의 혼합 스트림 중 어느 하나 이상을 이용하여 가열한 실시예 1 내지 3의 경우, 공정에서의 에너지 사용량이 감소한 것을 확인할 수 있었다. 특히, 상기 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림을 제1 열교환기(410)에서 페놀계 부산물 스트림을 이용하여 가열하고, 상기 제1 열교환기(410)에서 가열된 유상 스트림을 제2 열교환기(420)에서 측면 배출 스트림의 제2 스트림과 하부 배출 스트림의 혼합 스트림을 이용하여 추가로 가열한 실시예 3의 경우 에너지 사용량이 가장 감소한 것을 확인할 수 있었다.
이와 비교하여, 층분리 장치(200)에서 배출되는 유상 스트림을 별도의 가열 없이 분해 장치(300)로 공급한 비교예 1의 경우, 공정에서 에너지 사용량이 실시예 대비 현저히 증가한 것을 확인할 수 있었다.

Claims (11)

  1. 페놀계 부산물 스트림, 분해 장치 측면 배출 스트림의 제1 스트림 및 공정수 스트림을 혼합 장치에 투입하여 혼합하는 단계;
    상기 혼합 장치 배출 스트림을 층분리 장치에 투입하여 유상 및 수상으로 상 분리하는 단계;
    상기 층분리 장치에서 배출되는 유상 스트림을 제1 열교환기 및 제2 열교환기 중 어느 하나 이상을 통과시켜 분해 장치에 투입하여 분해하는 단계; 및
    상기 분해 장치 측면 배출 스트림의 제1 스트림은 혼합 장치에 공급하고, 측면 배출 스트림의 제2 스트림은 하부 배출 스트림과 혼합 스트림을 형성하여 배출하고, 상부 배출 스트림으로부터 유효 성분을 회수하는 단계를 포함하는 페놀계 부산물 분해방법.
  2. 제1항에 있어서,
    상기 페놀계 부산물은 페놀 제조 공정에서 발생하는 페놀계 부산물 및 비스페놀 A 제조 공정에서 발생되는 페놀계 부산물 중 어느 하나 이상을 포함하는 것인 페놀계 부산물 분해방법.
  3. 제1항에 있어서,
    상기 페놀계 부산물은 비스페놀 A, 페놀, 알파-메틸스티렌, 아세토페논, 큐밀 페놀 및 알파-메틸스티렌 다이머로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함하는 것인 페놀계 부산물 분해방법.
  4. 제1항에 있어서,
    상기 분해 장치 측면 배출 스트림은 페놀, 아세토페논, 알파-메틸스티렌 및 큐멘으로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함하는 것인 페놀계 부산물 분해방법.
  5. 제1항에 있어서,
    상기 분해 장치 측면 배출 스트림은 아세토페논을 40 중량% 이상 포함하는 것인 페놀계 부산물 분해방법.
  6. 제1항에 있어서,
    상기 분해 장치의 운전 압력은 0.1 KG 내지 3 KG인 페놀계 부산물 분해방법.
  7. 제1항에 있어서,
    상기 분해 장치 측면 배출 스트림의 온도는 150 ℃ 내지 400 ℃인 페놀계 부산물 분해방법.
  8. 제1항에 있어서,
    상기 페놀계 부산물 스트림은 제1 열교환기에서 층분리 장치에서 배출되는 유상 스트림과 열교환 후 혼합 장치로 공급되는 것인 페놀계 부산물의 분해방법.
  9. 제8항에 있어서,
    상기 혼합 스트림은 제2 열교환기에서 제1 열교환기를 통과한 유상 스트림과 열교환 후 배출되는 것인 페놀계 부산물의 분해방법.
  10. 제1항에 있어서,
    상기 유효 성분은 페놀, 알파-메틸스티렌 및 큐멘으로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함하는 것인 페놀계 부산물 분해방법.
  11. 제1항에 있어서,
    상기 혼합 장치 배출 스트림은 층분리 장치로 투입하기 전에 냉각기를 거치는 것인 페놀계 부산물 분해방법.
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